Tema 7 Biorreactores Enzimas_microorg 14_15

Unidad didáctica 2 INGENIERÍA DE BIOPROCESOS

Tema 7. Reactores con enzimas y microorganismos

Tema 8. Separación y recuperación de productos

Tema 9. Diseño de bioprocesos

REACTORES CON ENZIMAS Y MICROORGANISMOS

Tema 7

REACTORES CON ENZIMAS Y MICROORGANISMOS

Biorreactores: definición, tipos y diseño Biorreactores ideales: balances de materia Biorreactores ideales con enzimas Biorreactores ideales microbianos

Biorreactores no ideales (reales) Aireación en biorreactores Mezcla en biorreactores Transmisión de calor en biorreactores Equipos de bioprocesos Caso práctico: Producción de etanol

Índice 3

Un biorreactor es, de forma genérica, todo recipiente en

el que tiene lugar una reacción biológica que permite obtener un producto de interés a escala industrial.

Se pueden clasificar según varios criterios:

– Según su geometría: Tanque / tubulares / air-lift

– Según su forma de operación: Discontinua / Discontinua alimentado / continua

– Según el biocatalizador presente: Enzimáticos / Celulares (fermentadores)

Biorreactores: Definición y tipos

Biorreactores: definición, tipos y diseño 4

Geometría de biorreactores

Tipo tanque Tipo tubular Tipo air-lift


H/D= 1.5 H/D= 5

Modos de operación de biorreactores

Discontinua Discontinua alimentado Continua


Biorreactores en serie

Biorreactor con recirculación

Modos de operación de biorreactores


Biorreactores discontinuos frente a continuos

Modo de operación Ventajas Inconvenientes

Discontinuo

Equipamiento simple

Altos tiempos de carga y limpieza

Continuo

Altas productividades Condiciones constantes de reacción

Equipamiento que requiere control

8 Biorreactores: definición, tipos y diseño

El biorreactor de tanque agitado es el mas empleado en la industria.

Se puede operar de forma:

- Discontinua (RDTA) - Discontinua alimentada - Continua (RCTA)

Transcurre en estado no estacionario

Transcurre en estado estacionario

El biorreactor tubular de flujo en pistón Se suele operar de forma continua (RCFP)


Biorreactores en la industria

Tamaño > 2 µm

Células

Sustratos

Productos

Bacterias Hongos Levaduras

Enzimas

Pm: 12.000 – 106

Tamaño < 10 nm Alcohol

deshidrogenasa

Sustratos

Productos

Calor

E

Reacción autocatalítica

Biorreactor enzimático Biorreactor celular

Enzimas

Biocatalizadores en biorreactores Biorreactores: definición, tipos y diseño 10

Equipo

Energía

Materias primas

Purificación

Concentración

Velocidad de producción

El biorreactor ideal presenta: • Bajos costes de materias primas = conversiones altas • Bajas inversiones en Equipo = altas velocidades de producción • Bajos costes energéticos = agitaciones y aireaciones lentas • Bajos costes de purificación = concentración de producto alta ... y • no contaminaciones, mutaciones, etc.

¿Podemos conseguir todo esto?

El diseño de biorreactores parte de un análisis de mercado para un producto determinado que marca un objetivo de producción (Ton/año)

Conversión

Diseño de biorreactores

Producto


Diseño de un biorreactor El diseño de un biorreactor supone el proceso de toma de decisiones que conducen a especificar:

• el tipo: ¿Qué configuración y geometría usar? ¿Debería agitar

el reactor por medios mecánicos o por aire?

• el modo de operación: ¿Debería operar en discontinuo? ¿Debe operarse un reactor solo o en serie con otros?

• el tamaño: ¿Qué tamaño de reactor se necesita para alcanzar la velocidad de producción deseada?

• las condiciones de operación óptimas: ¿Qué pH, temperatura, oxígeno disuelto debe mantenerse?


¿Quien diseña biorreactores?

Biólogo

Ingeniero

- Químico - Agrónomo - Industrial

Modelación y escalado Selección y caracterización del biocatalizador/es

Condiciones de operación del biorreactor

Químico

?


Biorreactores ideales: Modelos de flujo ideal Los biorreactores ideales son recipientes cuyo flujo en su interior se corresponde con uno de los dos modelos de flujo ideal: el flujo de mezcla completa y flujo tipo pistón.

La definición de flujos ideales tiene varias ventajas: - El flujo ideal supone un límite extremo de funcionamiento

para los biorreactores reales y sirve como criterio de comparación de las conversiones que se obtendría con cada uno de ellos.

- Las hipótesis simplificadoras que contienen en su definición permiten facilitar mucho los cálculos.

Biorreactores ideales: balances de materia 14

Modelos de flujo ideal Flujo de mezcla completa Es el tipo de flujo predominante en los biorreactores tipo tanque. Todos los elementos del fluido están perfectamente mezclados entre sí y por tanto las variables de operación (concentraciones y temperatura) son independientes de la posición en él.

Mezcla completa

Flujo tipo pistón Es el modelo de flujo predominante en los biorreactores tubulares. Todos los elementos del fluido viajan con la misma velocidad no existiendo ningún tipo de mezcla entre ellos en la dirección axial. Como consecuencia, las variables de operación (concentraciones y temperatura) si dependen de la posición en el biorreactor.

Flujo tipo pistón


dV (m3)

Entrada Salida

Q (m3/s) Cjs (mol/m3)

Q (m3/s) Cje (mol/m3)

Nj (mol)

Cj (mol/m3)

rj (mol/m3·s)

Balances de materia en biorreactores ideales (1) Hagamos un balance de materia para el componente j de una mezcla

que está reaccionando en un reactor. De acuerdo con el Principio de Conservación de la Materia, el balance es:

mol/s j, de

Generación

mol/s j, de

Salida

mol/s j, de

Entrada

mol/s j, de

nAcumulació

+−=


Con el fin de obtener una expresión general supongamos que la reacción tiene lugar en un elemento diferencial de volumen dV

Entrada (mol/s): Cantidad de moles por unidad de tiempo del componente j que entra

al elemento diferencial de volumen.

Q Cje

Salida (mol/s): Cantidad de moles por unidad de tiempo del componente j que sale

del elemento diferencial de volumen

Q ( Cje - dCj)

Balances de materia en biorreactores ideales (2)


Generación (mol/s): Cantidad de moles por unidad de tiempo del componente j que

aparecen o desaparecen en el elemento diferencial de volumen como consecuencia de la reacción química.

rj dV

Acumulación (mol/s): El término de acumulación indica como varía con el tiempo de la

cantidad de moles del componente j dentro del elemento dV.

Puede ser acumulación positiva si aumenta la cantidad del componente j con el tiempo o negativa si disminuye

( )dt

V Cd j



Si combinamos todas las expresiones anteriores se obtiene:

operando adecuadamente:

que es la ecuación diferencial del balance de materia para un

componente j en un elemento diferencial de volumen dV cualquiera y un instante de tiempo dt.

dV r)dC(C QC Qdt

V) d(Cjjjeje

j +−−=

dVr dC Qdt

V) d(Cjj

j +=



r )C(C VQ

dtdC

jjjej +−=

dV r dC Qdt

V)d(Cjj

j +=

dV r dC Qdt

V)d(Cjj

j +=

Balances de materia en biorreactores ideales (5) A partir del balance de materia global aplicando las hipótesis de

idealidad de cada biorreactor se tiene:

dV r dC Qdt

V)d(Cjj

j +=

Operación discontinua

Q =0

Operación continua Q ≠0

Mezcla Completa rj ≠ f(V)

Flujo Pistón

rj = f(V)

Mezcla Completa rj ≠ f(V)

jj r

dtdC

=

RCTA

RFP

RDTA

dV r dC Qdt

V)d(Cjj

j +=


Biorreactores con enzimas 1. Biorreactor enzimático discontinuo de tanque agitado (RDTA) 2. Biorreactor enzimático continuo de tanque agitado (RCTA) 3. Biorreactor enzimático de flujo pistón (RFP)

Biorreactores con microorganismos 4. Biorreactor microbiano discontinuo de tanque agitado (RDTA) 5. Biorreactor microbiano continuo de tanque agitado (RCTA) 6. Biorreactor microbiano continuo de tanque agitado (RCTA) en

serie

Biorreactores ideales con enzimas 21

Balances de materia en biorreactores ideales

1. Biorreactores enzimáticos discontinuos de tanque agitado

Se aplica la ecuación de velocidad (r) de la enzima sr- dtdS =

Balance de materia Acumulación = Generación

Volumen Tiempo de reacción Grado de conversión

P S

Concentración

Tiempo

Tanque Agitador

Camisa termostática

Deflectores

Entrada de agua

Salida de agua

Fácil control del pH


Si la enzima sigue una cinética tipo Michaelis-Menten:

sr- dtdS =

SKS V

- dtdS

m

m

+= dt VdS

S

SKm

m =+

−

dtV dS S

KdS m

t

t

S

S

mS

S 000

∫∫∫ =−+−

dt VdSS

KdS m

m =−−

+−=

SS lnKSSt V 0

m0max

Se aplica la ecuación de velocidad (r) de la enzima

Resolución ecuación balance de materia RDTA


0

20

40

60

80

100

0 10 20 30 40 Tiempo (horas)

Con

vers

ión

(%)

Ejemplo: Reactor discontinuo tanque agitado para la hidrólisis de la lactosa de la leche

Reacción: Lactosa + H2O → β-D-galactosa + glucosa Enzima: β-galactosidasa (Aspergillus oryzae) Sustrato: Lactosa pH 6.5 Tª 10 ºC Leche: 137 mM lactosa Cinética Michaelis-Menten: Km = 50mM 0.2 U/ml = 0.2 mM/min

kcat [E] t = So – S + KM ln (So/S)

1 U/ml 0.2 U/ml


¿Qué tiempo es necesario para alcanzar una conversión del 95%? X = (S0 – S) / S0 ; 0,95 = (137 – S) / 137 ; S = 137 – 137 * 0,95 = 6,85 t = (S0 – S + Km ln (S0/S)) / Vm = (137 – 6,85 + 50 ln (137/6,85)) / 0,2 = 1399,7 min t = 1399,7 / 60 = 23,3 h

se r - S) - (S D dtdS =

) residencia de (tiempo

1

VQ D

τ==

En estado estacionario

S - Sr D

e

s=

Balance de materia

Acumulación = Entrada – Salida - Generación

Volumen

Tiempo de residencia Grado de conversión

Enzima soluble retenida por membranas

2. Biorreactores enzimáticos continuos de tanque agitado (RCTA)


Si la enzima sigue una cinética tipo Michaelis-Menten:

S)-(S [S])(K

SV D

em

m

+=

+=

X- 1

X K X S

Dv

mem

S - Sr D

e

s=

e

e

SSS

X−

= SSSX ee −= X)-(1SS e=

S / S)-(S S)(K DV

emm +=

ee

eme

emeememm SX X)-(1 S

SX KSX

SSX K

S

S X SSX K

SS X S)K

DV

+=+=+

=+

=(


Resolución ecuación balance de materia RCTA en e.e.

020406080

100

0 10 20 30 40

Conv

ersión

(%)

Tiempo de residencia (horas)

Reacción: Lactosa + H2O → β-D-galactosa + glucosa Enzima: β-galactosidasa (Aspergillus oryzae) Sustrato: Lactosa pH 6.5 Tª 10 ºC Leche: 137 mM lactosa Cinética Michaelis-Menten: Km = 50 mM 0,2 U/ml = 0,2 mM/min

Ejemplo: RCTA para la hidrólisis de la lactosa de la leche

+=

X- 1X K X eS

Dv

Mmax


Si X = 95% , τ = 5400 min = 90 horas

¿Qué tiempo de residencia es necesario para alcanzar una conversión del 95%?

τ = (X Se + X Km / (1-X)) / vm = (0,95 137 + 0,95 50 / (1-0,95)) / 0,2

1 U/ml

0.2 U/ml

Ecuaciones de RCTA en estado estacionario

+=

X- 1X K X S

Dv

Memax

X)-(1K

XS K

X- 1X K X S

Dv

IP

2M

Mmax e

e ++=

) X-(X KS

X- 1X K X S

Dv 2

2

ee

ISM

max ++=

Ninguna

Sustrato

Producto

Tipo de inhibición Ecuación RCTA


3. Biorreactores enzimáticos continuos de flujo pistón (RFP)

Bolitas de 1-3 mm Corriente de sustrato

Corriente de producto

Partículas de enzima

inmovilizada

longitud

P

S

concentración

Si en el reactor hay un soporte que ocupa un volumen (Vl), se define la ocupación de la columna (ε) como: ε = Vl / Vtot , por lo que el valor de D será:

tot VεQ D =


S = f(z) v = f(z)

S (z) S (z+dz)

dV v dS Qdt

V) d(S+=

0dz A v dS Q =+

0dz v dS AQ

=+ v

dSAQ-dz =

v

dSAQ-dzL

S

S

L

o e∫∫ ==

∫∫=∫+

= S

eSmax

S

eSmax

MS

eSmax

M dSv

1-SdS

vK-dS

S vS K-

QAL

SKS vv si

m

max

+=

max

ee

max

M

vS-S

SSLn

vK

QV

D1

+===τ S-SSSLn K

Dv

ee

Mmax +=

e

e

SSS

X−

= SSSX ee −= X)-(1SS e=

X)-(1 Ln K-XS D

vM e

max =


Resolución ecuación balance de materia RFP en e.e.

Ejemplo: RFP para la hidrólisis de la lactosa de la leche Se utiliza lactasa para la hidrólisis de la lactosa obtenida de los desechos de una quesería y así producir glucosa y galactosa. La enzima está inmovilizada sobre partículas de resina y empaquetadas en una columna de 0,5 m3. La KM para la enzima inmovilizada es 1,32 kg/m3, la vmax es 45 kg/m3/h. La concentración de lactosa en la corriente de alimentación es 9,5 kg/m3 y se necesita alcanzar una conversión de sustrato del 98%. La columna opera en flujo pistón durante 310 días al año. a) ¿A que caudal debe operar el reactor?

X)- (1 ln K XeS Dmaxv

M−= 0,98) - (1 ln kg/m 1,32 0,98 kg/m 9,5 D/h3kg/m 45 33 −=

/hm 1,55V DQ h 3,1D 14,475,169,31 D45 31- ====+= →→


b) ¿Cuántas toneladas de glucosa se producen cada año?

kg/h 14,50,19)(9,5 1,55S)Q(SeLactosa =−=−=

T/año 56,7 kg 56779 Glucosa ==

Relación molar entre lactosa hidrolizada y glucosa producida

(kg/kmol) 180 (kmol/kg) 1/342 (d/año) 310 (h/d) 24 (kg/h) 14,5Glucosa =

X)- (1 ln K XeS Dv

Mmax −=

) X- (2X K 2S - X)-(1 ln K - XeS D

v 2

ISMmax

2e=

+−=IPMIP

Mmax

KeS

1 X)-(1 ln K - KK

1 XeS Dv

Sustrato

Producto

Ninguna

Tipo de inhibición Ecuación RFP

Ecuaciones de RFP en estado estacionario


Cinética de

reacción

Reactor discontinuo

Reactor continuo RCTA RFP

Orden cero Adecuado Adecuado Adecuado

Primer orden Adecuado Adecuado a baja conversión Adecuado

Michaelis-Menten Adecuado Adecuado a baja conversión Adecuado

Inhibición sustrato Adecuado a baja concentración Adecuado Adecuado a baja

concentración

Inhibición por producto Adecuado Adecuado a baja

conversión Adecuado

Elección del biorreactor atendiendo a la cinética de la enzima


Biorreactores ideales con microorganismos 34

4. Biorreactor microbiano discontinuo de tanque agitado (RDTA)

So

Tiempo

P

S

Con

cent

raci

ón

X So

P P

P

P

P

P

P

P

P

P P P

Balance de materia

Acumulación = Generación

Tiempo

P

S

Concentración

X

P

S

X

rV P)(V dtd

rV S)(V dtd

rV (V X)dtd

=

=

= ( ) X kdtdX

d−= μBiomasa

Sustrato

Producto

++−= Xm

Y

r

Y

rdtdS

SXP

P

XS

X

XdtdP r X β+α=


4. Biorreactor microbiano discontinuo de tanque agitado (RDTA)

Asumimos: rx= µ X (kd=0, Ks << S); rs= - µX/YXS (ms=0) ; rP =YPX µ X (β=0)


XS

m

s YX

dtdSr

µ−==

XdtdXrx mµ== dt X

dXm µ= t )

Xo

Xln( mμ= t

e Xo X mμ=

t

e XoY

dtdS m

XS

m µµ−=

1-t

e S)- (So

oXxs

Y mµ= t S))- (So

oXxs

Yln(1 mµ=+ S))- (So

oXxs

Yln(1

1t

m

+=µ

∫=∫t

t0

X

X0dt

X

dXm µ

Si S = O t = 1/(0,9) Ln (1 + 0,575 /0,12 (10 - 0)) = 1,11 ln(48,92) = 4,32 h

b) ¿concentración de biomasa si se consume solo el 70% de sustrato (η = 0,7)? η= (So – S) / So; 0,7 = (10 – S)/10; 7 = 10 – S; S = 3 g/l t = 1/(0,9) Ln (1 + 0,575 /0,12 (10 - 3)) = 1,11 ln(34,54) = 3,93 h X = Xo exp(µm t) = 0,12 exp(0,9 3,93) = 4 g/l

Problema biorreactor microbiano discontinuo (RDTA): Una cepa de E. coli se utiliza para la producción de una proteína. Se comienza el funcionamiento de un biorreactor discontinuo inoculando 12 g de células en un fermentador aireado de 100 l que contiene 10 g/l de glucosa. La velocidad específica máxima de crecimiento del microorganismo es 0,9 h-1, y el rendimiento de biomasa a partir de glucosa es 0,575 g/g. a. Calcular el tiempo necesario para alcanzar la fase estacionaria, en la que se ha consumido todo el sustrato. b. ¿Cuál será la concentración final de células si la fermentación se para cuando se ha consumido únicamente el 70% del sustrato?. Datos: Xo = 12 g / 100 l = 0,12 g/l; So = 10 g/l ; µm = 0,9 h-1 ; YXS = 0,575 g/g

a) ¿t fase estacionaria? La concentración final de sustrato es cero. S = 0

Tiempo

P

S

Concentración X

Tiempo

P

S

Concentración X

P

S

Concentración Xdt t

e SS dS

Xo

m m

oo

tt

XSY µµ=∫− ∫

Dmax= 1 h-1

Quimiostato

Dóptimo

5. Biorreactor microbiano continuo de tanque agitado (RCTA)


Se

D = 0,1 h-1

S≈0

(D = 0,1 h-1)

D = 0,3 h-1

(D = 0,3 h-1)

Se S baja

D = 0,8 h-1

(D = 0,8 h-1)

Se

Dmax= 1 h-1

S = Se

Dmax = 1 h-1

¡Lavado celular!

Balance de materia

Acumulación = Entrada – Salida + Generación

Xe r X)-(X DdtdX

+= ( ) Xkμr dx −=Biomasa

Sustrato

Producto X rr XP β+α=

Se r S)-(S DdtdS

+=

Pe r P)-(P DdtdP

+=

++−= Xm

Y

r

Y

rr S

PS

P

XS

XS

5. Biorreactor microbiano continuo de tanque agitado (RCTA)


Balance de materia en estado estacionario

Kd=0 ; Xe=0 ; ms=0 ; rs= µX/YXS; Pe=0 ; α=YPX ; β=0

0 X μ X)-(X D e =+Biomasa μ D =

Producto 0 Xμ Y P)-(P D PXe =+ D Xμ Y

P PX=

Dμ

K D S

m

s

−=

Sustrato 0Y Xμ

- S)-(S DXS

e = ( )

−

== −−Dμ

K DS Y SS YX

max

seXSeXS

Resolución ecuación balance de materia RCTA en e.e.


0 – Q X + µ X V = 0 Q = µ V v = Q / µ (D = µ) Como conversión = 90% entonces Conv = (So – S) / So ; y µ = µm S / (Ks + S) 0,9 = (30 – S) /30; S= 30 – 30 0,9 = 3 g/l V= Q (ks + S) / µm S = 500 (0,35+3) / 0,2 3 = 2792 l = 2,79 m3


Problema biorreactor microbiano continuo A partir de cultivos en discontinuo de un microorganismo, se han obtenido los parámetros del modelo de Monod que describe su crecimiento (µm= 0,2 h-1, y Ks = 0,35 g/l). Se desea llevar a cabo el mismo proceso en un biorreactor en continuo de tanque agitado a escala industrial. a) Si la alimentación es estéril (no contiene biomasa) ¿cuál será el volumen de fermentador necesario para tratar un caudal de 500 l/h de una corriente de sustrato de 30 g/l si se desea alcanzar una conversión del 90%? b) ¿Cuál será la velocidad de dilución que permite maximizar la productividad celular?. c) Si se sabe que el rendimiento en biomasa de sustrato es 0,09 g/g ¿cuál será la productividad en biomasa?.

Datos microorganismo: µm = 0,2 h-1 ; ks = 0,35 g/l; Yxs = 0,09 g/g a) ¿Volumen del tanque? Si Xe=0, Q = 500 l/h; Se = 30 g/l; η = 90% Balance materia de biomasa en estado estacionario: Q Xe – Q X + µ X V = 0

D - Ks DS

mµ=

S Ks S

Dm

+µ=

b) ¿Cual seria D para máxima productividad en biomasa?

D Ks + D S = µm S S (µm - D) = D Ks

En estado estacionario: D = µ y entonces

Balance de materia de sustrato en estado estacionario

Q Se – Q S – rs V = 0 como rs = - rx / Yxs = - µ x / Yxs

entonces Qx = Productividad biomasa= D X La D de máxima Productividad será: Resolviendo: Productividad biomasa= D X = 0,178 2,44 = 0,435 g/l h


0VYxs

X D -

D -

Ks D Q - SeQ

m

=µ

0Yxs

X D -

D -

Ks D

V

Q - Se

V

Q

m

=µ

0Yxs

X -

D -

Ks D - Se

m

=µ

)( D) -

Ks D - (Se Yxs D Qx

mµ=

O dD

D) - m

Ks D Yxs - SeYxs Dd

O; dD

Qx d

2

=

=µ(

)D -

Ks D - (Se Yxs X

mµ=

2,44g/l2,83)0,09(300,178-0,2

0,35 0,178- (30 0,09)

D -

Ks D - (Se Yxs X

x

m

=−=== )µ

h 0,178300,35

0,3510,2

Seks

ks1 m Dopt 1-=

+

−=

+

−= µ (Dopt =89% µmax)

RCTA en serie

Dμ

K D S

1m

s11 −

=

Dμ

K DS Y X

1m

s1eXS1 1

−

−=

Balance de materia en segundo reactor

Ecuaciones e.e. primer reactor

222212

2 X Vμ )X-(X Qdt

dXV +=

μD XD

X22

122 −

=

Ecuaciones e.e. segundo reactor

Y

XμS S

22XS

1212 μD

2

−

−=

Biomasa

2 2XS

221

22 XV

Y μ

- )S-(S Qdt

dSV

2

=Sustrato

6. Biorreactor microbiano continuo de tanque agitado (RCTA) en serie


43

Problema dos biorreactores microbianos discontinuos en serie Dos fermentadores de tanque agitado se encentran conectados en serie. El primero tiene un volumen operacional de 100 l y el segundo de 50 l. La alimentación del primer fermentador es estéril y contiene 5 g/l de sustrato y se alimenta al fermentador con un caudal de 18 l/h. El crecimiento microbiano sigue una cinética de Monod, siendo los valores de Ks y µm 120 mg/l y 0,25 h-1, respectivamente. Calcular la concentración de sustrato en el segundo fermentador en condiciones de estado estacionario. ¿Qué sucedería si el primer reactor se operara con 50 l y el segundo con 100 l?.

Datos: Se = 5 g/l; µmax = 0,25 h-1; Ks = 0,12 g/l ; Q = 18 l/h ; D1 = Q / V1 = 18 / 100 = 0,18 h-1 a) ¿Concentración de sustrato em reactor 2? Balance materia de biomasa en estado estacionario Reactor 1: Q Xe – Q X + µ X V = 0 0 – Q X + µ X V = 0 Q = µ V

Como D = µ y µ = µm S / (Ks + S)

D - Ks DS

mµ=D Ks + D S = µm S S (µm - D) = D Ks S = 0,18 x 0,12 / (0,25 – 0,18) = 0,308 g/l

Biorreactores ideales con microorganismos

Reactor 2 Se = 0,308 g/l; Q = 18 l/h ; D2 = Q / V2 = 18 / 50 = 0,36 h-1 D2 > µmax Condiciones de lavado Se = 0,308 g/l b) ¿Que sucedería si el primer reactor fuera de 100 l y el segundo de 50 l?

Reactor 1: Se = 5 g/l; Q = 18 l/h; D1 = Q/ V1 = 18 / 100 = 0,36 h-1 D1 > µmax Condiciones de lavado S = 0 g/l

Reactores en serie

Biorreactores no ideales (reales)

La descripción del flujo viene dado por:

a) Distribución de tiempos de residencia (información cualitativa de canalizaciones, zonas muertas, recirculación interna ...)

b) Tiempo de mezcla

c) Calidad de la mezcla (microfluidos y macrofluidos)

Las desviaciones de los modelos de flujo ideal (mezcla completa y flujo pistón) en situaciones reales puede llevar a un error en el escalado.

En reactores biológicos las velocidades de reacción son moderadas o lentas, los aspectos relacionados con el tiempo y la calidad de la mezcla tienen menos importancia, siendo esencial la determinación de la distribución de tiempos de residencia.

Biorreactores no ideales 44

Estudio de trazadores (técnicas estímulo-respuesta) Información sobre: - Tiempo medio de residencia - Volumen útil del reactor El trazador debe ser: - Miscible con la corriente - No afectar rs ni reaccionar

- Detectable con precisión - No presente en la corriente

Curvas de distribución de tiempos de residencia


Distribución de tiempos de

residencia

Curva C Curva de respuesta

La curva de respuesta C(t) se normaliza:

∫∞

=0

dt C(t) A

1d CA

dt C(t) 00

=∞∞

∫∫ = ϕϕ

El tiempo medio de residencia es:

El volumen útil es:

τ es el tiempo de residencia

Δ

Δ

i

i

∑∑

∫∫ == ∞

∞

ii

iii

0

0_

tC

t C t

dt C(t)

dt C(t)t t

τ

_

reactorútiltVV =

_t


Curva C: curva de respuesta

Modelo de tanques en serie (N)

Modelos de flujo no ideal de un solo parámetro Modelo de dispersión

DA: coef. difus. axial u: veloc. fluido L: long. reactor

Grado de mezcla. Difusión N: número de tanques


DA/uL = 1/Pe

La aireación es importante en los procesos aerobios pues la máxima concentración de saturación del oxígeno en los medios de cultivo es pequeña (9 mg/l; mezcla aire/agua a 20 ºC), debido a la baja solubilidad del oxígeno, por lo que debe ser suministrado de forma continua.

La solubilidad del oxígeno en agua a 1 atm está tabulada, pero varía con:

- Temperatura

- Presión parcial de oxígeno en la fase gas

La fracción molar de oxígeno en el aire es 0.2099.

si PT = 1 atm pO2G = 0.2099 atm C* (25 ºC) = 8.67 10-3 kg m-3

- Presencia de material disuelto

*LOGOTGO 222

CH yPp == siendo H la constante de Henry (a 25 ºC es 24.2)

Aireación en biorreactores

Aireación en biorreactores 48

Se distinguen dos tipos básicos: Aspersores: Difusores:

El método más simple de dispersar un gas en un líquido es introducir el gas por una tubería de extremo abierto.

Son tubos o discos porosos que se obtienen mediante la sinterización de partículas seleccionadas por tamaños, normalmente de carbón, cerámicos, poliméricos o metálicos.

Aspersor

Difusor

Dispositivos aireadores


Por lo común el tamaño de los orificios va de 1/8 a 1/2 de pulgada de diámetro.

La única consideración de diseño a tener en cuenta es que la presión a nivel de la salida del dispositivo aireador debe ser superior a la carga hidrostática del líquido del tanque. La pérdida de presión originada por el dispositivo aireador no debe de ser muy grande.

Entre los aspersores existen variantes en el diseño con orificios múltiples a lo largo de la tubería en disposición recta o circular, o consistir simplemente en un plato perforado.

H g ρP

P PP

hid

hidaspgas

=

>∆+ )(

H = altura de líquido en el tanque

Aspersores Aireación en biorreactores 50

Corrientes de flujo en biorreactores aireados y agitados

Velocidad de rodete

Caudal de gas


Aireación en reactores de tanque agitado

¿Dónde está el aire? Tamaño de las burbujas Transferencia de oxígeno


Si se aumenta progresivamente la entrada de gas a un tanque provisto con un agitador se alcanza eventualmente un punto en el que el rodete se inunda, es decir, está rodeado por una cantidad excesiva de gas y no puede operar eficazmente. Este punto se conoce como punto de redispersión.

El caudal en el punto de redispersión (Qred) da la máxima capacidad de tratamiento de gas en el tanque. Se obtiene mediante:

0.75A Fr 0.194N =

3a

redA d N

QN =

NA, número de aireación El número de aeración nos indica el grado de dispersión de las burbujas en el difusor. N es la velocidad de agitación da es el diámetro del agitador

gN dFr

2a=

Punto de redispersión


Velocidad de transferencia de oxígeno (OTR)

)C(C aKN *LL

'O2

−=

Donde CL es la concentración de oxígeno en la fase líquida, C* la concentración de saturación en la fase líquida, y a la relación área interfacial /volumen de reactor

La ecuación del transporte entre fases si se expresa la velocidad de transferencia de oxígeno por unidad de volumen del reactor y se utiliza el coeficiente global KL es:

kg m-3 s-1

2 Área superficial

Difusión Ley de Fick 1 δ

CL C*

O2


• Valores típicos: m s-1

• Modelo: kg m-3 s-1

Coeficiente global de transferencia área

Fuerza impulsora

m2 m-3 kg m-3

3OTR ≤ kg m-3 h-1

Estimación de la velocidad de transferencia de oxígeno (OTR)

)C(C aKN *LL

'O2

−=

KL = 3-4 10-4

C* = 0,0083 a = 100 - 250

OTR < 3

1 m3 s-1

∼10-25 % v/v ∼6 mm Ø

Caudales de aire 0,5 – 1,5 vvm (vol aire vol ferm min)

Q = 200 m3/min (tanque 200 m3)

OTR = 4 · 10-4 ·250 · 0.0083 · 3600

a = 0,25 m3/m3 X Area / vol. esfera a = 0,25 x 3 / 0,003 = 210 (25%v/v aire – burbujas 3 mm radio)

Reactor de 200 m3


Método de eliminación de oxígeno

Determinación experimental de KL a: Método indirecto

Características: - Medio sin células - Electrodos con

tiempos de respuesta pequeños

- Ecuación:

- Ecuación integrada:

)C-(C aKdt

dC *LL

L =

t aK C(t)C

1 ln L*L −=

−


a) Balance de oxígeno con biorreactor en estado estacionario Se obtiene KL a durante el proceso de fermentación. Mas fiable.

Para cuantificar el consumo de oxígeno por la biomasa se define una velocidad específica de consumo de oxígeno (QO2).

Determinación experimental de KL a: Método directo

Para volúmenes superiores a 50 litros se debe tomar la media logarítmica para el gradiente de concentraciones (CL-C*)

0QV X CQCQ222 OsOseOe =−−

)C(CV )C(C Q

aK *L

sOeOL

22

−

−=

2O*

LL QX )C-(C aK =y

Si Qe=Qs


b) Técnica dinámica Se obtiene KL a durante el proceso de fermentación y consiste en introducir

una perturbación al sistema en estado estacionario

Sin oxígeno

X QO2

Tramo BC

2OL*

LL QX -)C-(C aK

dtdC

=

Tramo BC *

OL

LL C)QX

dtdC

( aK

1C

2++−=

Transferencia - consumo


Determinación experimental de KL a: Método directo

Válida para: - Biorreactor de tanque agitado y (Pg/V) entre 500 y 10000 W/m3

- Medios de baja viscosidad

nm

gL u

VP

baK

=

Estimación de KL a

Donde, Disoluciones acuosas: b = 0.026; Disoluciones de electrolitos: b = 0.002 Dispersiones claras: m = 0.4; Medios turbios: m = 0.7 Dispersiones claras: n = 0.5; Medios turbios; n = 0.2 Pg = potencia del agitador en sistema aireado (W) V = volumen de líquido del tanque (m3) u = velocidad superficial del gas (m/s) Kl a en s-1


da = diámetro del agitador (m) N = revoluciones del agitador (s-1) u = velocidad superficial del líquido (m/s) g = aceleración de la gravedad (m/s2) µe = viscosidad efectiva (kg/m·s) σ = tensión superficial (N/m) ρ = densidad (kg/m3) DA = difusividad del componente A (m2/s)

0.32a

0.192a

1.5

e

2a

0.6e

0.5

A

e2a

AL u

NdgNd

μNρd

σuμ

ρDμ

d0.06DaK

=

Válida para: - Biorreactor de tanque agitado - Sistemas viscosos - El cálculo se hace a partir de módulos adimensionales


Estimación de KL a

• Modelo: kg m-3 s-1

rendimiento velocidad específica de crecimiento

biomasa.

Estimación de la Velocidad de consumo de oxígeno (OUR)

Xμ Y X Q N OUR OXO'O 22

===

• Valores típicos:

kg kg-1

µ = 0,5 h-1

8OUR =

kg m-3 h-1

Xμ Y OUR OX=- Rendimiento oxígeno/biomasa

- Valores típicos:

X = 50 kg m-3

3 CH2O + 0,5 O2 2 CH2O0.5 + CO2 + H2O

0,3225 232 0,5YOX =

××

=


Un alto grado de aeración y agitación conduce normalmente a la formación de espumas debido a la existencia de moléculas con propiedades tensioactivas. La formación de espumas debe evitarse pues causa otros problemas de operación: - Disminuyen la transferencia de oxígeno al quedar las burbujas

atrapadas en el equipo y estar siendo recirculadas continuamente disminuyendo su contenido en oxígeno.

- Causan problemas operativos al salir por los conductos de aire y toma de muestras

- Son fuente de contaminación - Suponen una barrera física a la eliminación de CO2 Se usan antiespumantes (ej. dodecil sulfato sódico) que mejoran a (la relación área interfacial /volumen de reactor) pero disminuyen KL.

Formación de espumas


Podemos distinguir dos grandes tipos de agitadores según el ángulo que forman las aspas con el plano de rotación: hélices y turbinas.

Hélices: Son aquellos impulsores que forman un ángulo menor de 90° con el plano de rotación dando un flujo de tipo axial.

hélice

Turbinas: Son aquellos impulsores cuyas aspas son paralelas al eje del agitador dando al fluido un flujo de tipo radial.

turbina

Dispositivos de mezcla en biorreactores de tanque agitado

Mezcla en biorreactores 63

Hélices El montaje es lateral Fluidos de baja viscosidad o fluidos con sólidos suspendidos de velocidad de sedimentación lenta. El montaje es axial excéntrico (15° de la línea central) y se usan hélices de aspas inclinadas Fluidos viscosos que requieren mas energía de agitación. Las hélices se fabrican en dos gamas de velocidades: Baja (350 - 420 rpm), o Alta (1150 - 1750 rpm) Turbinas Las turbinas son mas adecuadas para operaciones a gran escala y para líquidos con sólidos en suspensión. En turbinas el montaje siempre es axial, y están en el rango bajo de velocidad entre 20 y 150 rpm.


Montaje de hélices y turbinas

Las turbinas se clasifican a su vez según el rodete sea de palas, de disco o tipo ancla.

• Las turbinas de palas se usan para velocidades bajas y disponen de 2 o 4 palas, pudiendo ser planas o curvas. Las palas curvas son mejores para fluidos con sólidos en suspensión.

• Las de disco se usan para velocidades mas altas y pueden tener 6 palas o más.

• Para fluidos muy viscosos es mejor usar el tipo ancla que pasan muy cerca de la superficie y evitan la deposición de sólidos y zonas estancadas cerca de la pared

Palas planas Palas curvas Ancla Disco

Tipos de rodetes para turbinas


Intervalos de viscosidad para diferentes rodetes


Los deflectores (“baffles” o desviadores) son bandas planas verticales colocadas radialmente a los largo de la pared del tanque que rompen el flujo en remolino y da como resultado una gran circulación de la parte superior al fondo.

Sin deflectores se produce un vórtice debido a la fuerza centrífuga que limita la velocidad de rotación ya que cuando el vórtice llega a la hélice se produce un arrastre importante del aire situado sobre él. El remolino genera fuerzas oscilantes que pueden dañar el tanque.

Uso de deflectores en tanques agitados


• .

Las proporciones estándar comúnmente aceptadas son:


Dimensionado de tanques agitados

Para mejorar la mezcla en sistemas aireados pueden colocarse varios rodetes.

La distancia entre rodetes debe ser de 1 a 1,5 veces el diámetro del rodete.

En el caso de sistemas sin aireación la potencia consumida será: (P)n = n (P)i

Stirred tankcoolingcoils

stirrer


Tanques agitados por varios rodetes

La experimentación con trazadores en tanques agitados informa de la desviación respecto al modelo de mezcla completa.

El tiempo de mezcla (tm) es el tiempo de homogeneidad (10% error). El tiempo de circulación (tc) tiempo medio en que el fluido da una

vuelta al tanque

A escala industrial (1 –100 m3)

tm entre 30 y 120 s Curva de respuesta


Tiempo de mezcla en tanques agitados

El tiempo de mezcla de un tanque agitado, tm, se puede calcular: - Sin atender a la geometría del reactor, como cuatro veces el tiempo

de circulación. tm (s) = 4 tc - Atendiendo a la geometría del reactor según la expresión:

tm (s) = 0,6 / N (D/Dr)3 (H/D) Np-1/3 (Dr/Hr)2/3

donde, V = volumen de trabajo (m3) N = velocidad de rotación del agitador (s-1) Dr = diámetro del rodete (m) Hr = altura del rodete (m) D = diámetro interno del reactor (m) H = altura del líquido en el reactor (m) Np = número de potencia (-)


Cálculo del tiempo de mezcla en tanques agitados

La potencia (P) necesaria para la agitación se obtiene a partir de la relación entre el módulo de potencia (NP), el módulo de Reynolds de rotación (Re)r y el módulo de Froude (Fr):

en donde N es la velocidad de agitación, D el diámetro del rodete,

ρ la densidad, b una constante que depende de la geometría del tanque, y n y m son constantes que dependen del régimen de circulación y del tipo de impulsor utilizado.

Para tanques con deflectores m = 0, siendo la potencia independiente del número de Froude.

gN DFr

µρ N D(Re)

(Fr) (Re) bD N ρ

PN

22

r

mnr53P

==

==


Potencia de agitación en tanques agitados

Para (Re)r < 10 NP= b/(Re)r

Para (Re)r 10–10.000 las correlaciones se dan de forma gráfica según el tipo de agitador:

Para (Re)r > 10000 el número de potencia es independiente de (Re)r

y la potencia puede calcularse a partir de: 5D N ρ bN 3

P =

Turbina de disco

Hélice

Turbina de palas

(Re)r

NP


Relación entre el número de potencia y el Reynolds de rodete

El número de aeración se calcula con la ecuación: Qg es el caudal de gas (m3/s)

En sistemas aireados se calcula un número de potencia modificado: usando la densidad aparente definida como:

53g

gP D N ρ

PN =

εG es la fracción volumétrica de la fase gas retenida en el tanque (“hold-up”)

3g

a D NQ

N =

Relación entre Na y Np para turbinas de disco


Relación entre el número de potencia y de aeración

)ε(1 ρρ Gg −=

Se considera un tanque de fermentación de 1 m de diámetro, equipado con una turbina de disco. El tanque dispone de pantallas deflectoras y sus proporciones se pueden considerar estándar. En un proceso concreto se establece la utilización de un medio de cultivo con una densidad de 1100 kg/m3, y una viscosidad de 0,01 kg/m s. Las condiciones de operación viene fijadas por un caudal de aireación de 0,7 vvm (volúmenes de aire por volumen de fermentador por minuto) y una velocidad de agitación de 250 rpm. Calcular los requerimientos de potencia del sistema sin aireación, la potencia para el sistema aireado y la retención de gas (εG).

Ejemplo: Cálculo de las necesidades de potencia en un fermentador agitado

a) Sin aeración: D (rodete) = T/3 = 1/3

5

2

2

r 10 1.530.01

1100 60250

31

µρ N D

(Re) =

== Np= 5 (gráficamente)

W 163731

60250

1100 5D N ρ NP53

53P =

==


b) Con aereación

0.0593

31

60250

10 9.16D N

QN :aeración de Número

/sm 10 9.16600.785 0.7V

s 601

minfer mgasm0.7Q :gas de Caudal

m 0.78514πH T

4π V :rfermentado Volumen

3

3

3g

a

333

3

g

332

=

==

===

===

−

−

Np= 2.2 (gráficamente)

W 72031

60250

1100 2.2D N ρ NP53

53Pg =

==

c) Retención de gas

0.56ε 0.441637720 ε1 );ε(1

ρρ

PP

GGGgg =→==−−==


- La transferencia de oxigeno en un fermentador - Método dinámico - Método estático - Elementos de un fermentador - Agitación - Medidas de oxígeno - Condiciones que afectan la transferencia de oxígeno

VIDEO


Dispositivos de transmisión de calor en biorreactores Transmisión de calor en biorreactores 78

Serpentín Encamisado Intercambiador

externo

Selección del dispositivo de intercambio de calor

Transmisión de calor en biorreactores 79

• Velocidad de producción de calor:

614 10HPR OUR= × × J m-3 s-1

Entalpía de combustión O2

• Disipación: sP J m-3 s-1

Principalmente por agitación

• Velocidad de enfriamiento: ov cHTR A Tα= ∆ J m-3 s-1

Coeficiente de transferencia

Área especifica de enfriamiento

Gradiente de temperatura


Balance de energía en un biorreactor

• Enfriamiento 320 10HTR = × J m-3 s-1

• usando 3/ 3600OUR OTR= =312 10HPR = × J m-3 s-1

kg m-3 s-1 entonces

1cA = m2 m-3 10T∆ = K

• además 32 10sP = × J m-3 s-1

• Valores típicos: 2000ovα = J m-2 K-1


Estimación del balance de energía en un biorreactor

Aireación, agitación y calor en biorreactor

200 m3...

1 m3 s-1

6 m 7 m

400 kW 2 Hz

1-10 µm 10-50 kg m-3

∼10-25 % v/v ∼6 mm ∼1 m2/m3

8OUR = kg m-3 h-1

kg m-3 h-1

312 10HPR = ×

W m-3

W m-3

32 10sP = × W m-3

OTR ≤ 3

HTR = 20 x 103

Biorreactores 82

Equipos de bioprocesos Equipos de bioprocesos 83

BIOSTAT® B series (2L, 5L and 10L)

Equipos de bioprocesos 84

Equipos a escala laboratorio


Equipos a escala piloto

50 - 200 litros

Tamaño de fermentadores de diferentes volúmenes Cilindro de relación H/D= 2,5

Volumen (m3) Altura (m) Diámetro (m)

1 2 0,80

10 4,3 1,75

100 9,3 3,70

1000 19,9 8,00


Equipos a escala industrial

1 m

2.5 m

2 m3


2 m

6 m

≈ 20 m3


Fermentadores usados para la producción de ácido glutámico y lisina. Kyowa Hakko Kogyo Co. Ltd, Hofu, Japan. Cada fermentador contiene unos 250 m3 y mide ~15 m de alto.

5 m

152 m

≈ 250 m3




Fermentadores usados para la producción de enzimas. Novozymes. Dinamarca.


Cerveza

Vino



Planta para la producción bioetanol. Ecocarburantes, Cartagena. Cada fermentador contiene unos 1500 m3


11 m

Sistema de cultivo celular completamente automatizado con biorreactor de 900 Litros. Cultivo de células de insecto para producción de proteínas terapéuticas. Sistema de limpieza integrado.



- 300 litros fermentador principal - 20 litros pre-fermentador - Secuencias de inoculación y recolección

completamente automatizadas - Sistema de control automático conjunto

Planta de production de la vacuna para la Hepatitis B Equipos a escala industrial


Monitorización de biorreactores

• Medidas In-situ (in-line) – Sensores Físicos – Sensores Químicos

• Medidas en línea (on-line)

• Medidas discontinuas (off-line)


• Medidas In-situ (in-line) – Sensores Físicos:

• Temperatura (termopares) • Presión (mecánicos tipo Bourdon) • Agitación (sensores ópticos, magnéticos, tacómetros) • Propiedades hidrodinámicas

– Anemómetros laser doppler – Anemómetros de hilo caliente

• Nivel (conductividad) • Caudal gases (rotámetro, medidor másico) • Caudal líquidos (medidores magnéticos, por pesada)


• Medidas In-situ (in-line) – Sensores Químicos:

• pH metros • pO2 disuelto (polarográficos) • CO2 disuelto • Potencial redox • O2 gas (analizador paramagnético) • CO2 gas (infrarrojo) • Espectrometría de masas (O2, CO2, gases de salida) • Biomasa (óptico, fluorimetría, capacitancia) • Bioelectrodos


• Medidas en línea (on-line) • Equipos que consiguen muestra libre de biomasa

– Sonda filtrante in-situ – Separación continua fuera del reactor (filtración/centrifugación)

• Equipos de análisis de inyección de flujo (FIA)


Detector

• Medidas discontinuas (off-line) – Biomasa:

• Peso seco • Recuento microscópico en cámara de contaje • Contaje de colonias en placas Petri (cfu/ml) • Densidad óptica • Citometría de flujo • Análisis fluorimétrico de NADH • Densitometría de resonancia acústica

– Sustratos y productos • Métodos espectrofotométricos • Métodos cromatográficos

– HPLC / GC / FPLC


Unidad móvil para la limpieza de fermentadores


Unidad móvil para la limpieza de fermentadores


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